BÀI TẬP (CÓ D GIẢI) QT VÀ TB TRUYỀN NHIỆT

BÀI TẬP LỚN
QUÁ TRÌNH VÀ THIẾT BỊ TRUYỀN NHIỆT
(Bài tập mẫu dùng để tham khảo)

ĐỀ BÀI SỐ 1 (ĐUN NÓNG)
Để đun nóng dung dịch gồm có 40% CCl 4 và 60% C6H6 (theo phần trăm
khối lượng) với năng suất 6000kg/h từ nhiệt độ đầu 25oC đến 78oC người ta dùng
thiết bị truyền nhiệt loại ống chùm kiểu đứng. Đường kính ống d = 38x2,5mm,
chiều cao ống H = 1,5m, dùng hơi nước bão hòa có áp suất tuyệt đối là 1,4at để
kg
đun nóng. Biết ρ CCl = 1524,5
4

m

3

; ρ C6 H 6 = 837,84 kg

m3

Xác định: bề mặt truyền nhiệt F, số ống n, số ngăn m và đường kính thiết bị
D.
Hướng dẫn các bước
I. Tính bề mặt truyền nhiệt F
1. Chọn loại thiết bị và kích thước (theo giả thiết)
- Chọn thiết bị truyền nhiệt loại ống chùm kiểu đứng
- Đường kính ống truyền nhiệt d = 38 x 2,5 (mm)
- Chiều cao ống truyền nhiệt H = 1,5m
- Nguồn nhiệt dùng để đun nóng là hơi nước bão hòa có áp suất tuyệt đối là 1,4at
- Thiết bị dùng để đun nóng dung dịch gồm có 40% CCl 4 và 60% C6H6 (theo phần

trăm khối lượng) với năng suất 6000kg/h
- Nhiệt độ đầu và cuối của dung dịch tương ứng là t1 = 25oC và t2 = 78oC.

1


2. Tính hiệu số nhiệt độ trung bình, nhiệt độ trung bình của dung dịch, lượng
nhiệt trao đổi Q
a. Tính hiệu số nhiệt độ trung bình, nhiệt độ trung bình của dung dịch
Trong quá trình đun nóng nhiệt độ của hơi nước bão hòa không đổi T 1 = T2
= T = 108,7oC (hơi ngưng tụ đẳng nhiệt, nhiệt độ của hơi bằng nhiệt độ nước
ngưng), còn nhiệt độ của dung dịch tăng từ t 1 = 25oC đến t2 = 78oC. Hai lưu thể hơi

2


nước bão hòa và dung dịch có thể đi xuôi chiều hoặc ngược chiều. Chọn hai lưu
thể đi cùng chiều theo hình 2.36.

Hơi nước bão hòa có áp suất tuyệt đối là 1,4at tương ứng với nhiệt độ là T =
108,7 C (tra tài liệu là “Sổ tay Quá trình và thiết bị công nghệ hóa chất” , tập 1).
Hiệu số nhiệt độ trung bình giữa hơi nước bão hòa và dung dịch được tính
theo công thức:
o

∆t tb =

∆t1 − ∆t 2
∆t
ln 1

∆t 2

[ C]
o

Ở đây:
Δt1 là chênh lệch nhiệt độ giữa hai lưu thể có trị số lớn (Δtđ)
Δt2 là chênh lệch nhiệt độ giữa hai lưu thể có trị số nhỏ (Δtc)

3


∆t1 = T1 − t1 = 108,7 − 25 = 83,7 o C
∆t 2 = T2 − t 2 = 108,7 − 78 = 30,7 o C
→ ∆t tb =

83,7 − 30,7
= 53 o C
83,7
ln
30,7

Nhiệt độ trung bình của dung dịch tính theo công thức:
t tb = T − ∆t tb = 108,7 − 53 = 55,7 o C

b. Tính lượng nhiệt trao đổi Q
Lượng nhiệt trao đổi Q tính theo công thức:
Q = GC (t 2 − t1 )

[W ]

Ở đây:
G là lượng dung dịch vào, kg/s
C là nhiệt dung riêng của dung dịch, j/kg.độ
t1 và t2 là nhiệt độ đầu và cuối của dung dịch, oC
Nhiệt dung riêng của dung dịch tính theo công thức C = a 1C1 + a2C2. Trong
đó:
a1 và a2 là nồng độ của các cấu tử trong dung dịch, phần khối lượng (theo
giả thiết)
C1 và C2 là nhiệt dung riêng của các cấu tử trong dung dịch, j/kg.độ. Các
nhiệt dung riêng này được tra theo nhiệt độ trung bình của dung dịch. Tài liệu
dùng để tra là “Sổ tay Quá trình và thiết bị công nghệ hóa chất” , tập 1.
Kết quả tra được:
C6H6: C1 = 1828, j/kg.độ

CCl4: C2 = 980, j/kg.độ
Vậy: C = 0,6.1828 + 0,4.980 = 1480 j/kg.độ
Từ các số liệu trên, tính được lượng nhiệt dùng để đun nóng là:
Q=

6000.1480
( 78 − 25) = 130600 w
3600

3. Chọn công thức tính các hệ số cấp nhiệt 1 và 2
a. Hệ số cấp nhiệt về phía hơi ngưng tụ
 r 
Đối với ống đứng tính theo công thức: α 1 = 2,04. A

 H .∆t 

(theo “Sổ tay Quá trình và thiết bị công nghệ hóa chất” , tập 2)

0 , 25

 ρ 2 λ3 

; A = 
µ



Trong đó:
r là nhiệt ngưng tụ của hơi, j/kg
Δt là chênh lệch nhiệt độ giữa hơi có nhiệt độ t1 và thành ống có nhiệt độ tT1
H là chiều cao ống truyền nhiệt, m

4

0 , 25


A là hệ số phụ thuộc nhiệt độ của màng nước ngưng, A được tính hoặc tra theo
“Sổ tay Quá trình và thiết bị công nghệ hóa chất” , tập 2.
ρ là khối lượng riêng của nước ngưng, kg/m3
λ là độ dẫn nhiệt của nước ngưng, w/m.độ
µ là độ nhớt động lực của nước ngưng, N.s/m2
b. Hệ số cấp nhiệt phía dung dịch
Đối với phía dung dịch, để tính hệ số cấp nhiệt α 2 phải dựa vào chế độ chảy
của dung dịch và cấu tạo của thiết bị, ở đây giả thiết dung dịch ở chế độ chảy xoáy
có Re = 10.000. Hệ số cấp nhiệt α2 được tính từ chuẩn số Nu

Nu = 0,21.ε . Re

0 ,8

. Pr

P
Trong tính toán thực tế, với khí thì  r
 PrT






0 , 43

 Pr
.
 PrT





0 , 25

0 , 25

≈ 1 nên không cần dùng tỷ số

này.
Hệ số ε phụ thuộc vào tỷ lệ chiều dài l và đường kính ống d, phụ thuộc
l 1500
=
= 40; Re = 10 4 → ε = 1,03 (theo “Sổ tay Quá trình và
d
38
thiết bị công nghệ hóa chất” , tập 2). Hệ số ε tra theo bảng sau :

chuẩn số Re. Với

4. Tra và tính các thông số vật lý của dung dịch
a. Khối lượng riêng của dung:

1 a1 a 2
=
+
(theo “Sổ tay Quá trình và thiết bị
ρ ρ1 ρ 2

công nghệ hóa chất” , tập 1)
1
0,6
0,4
915 + 335
=
+
=
→ ρ = 1020 kg 3

m
ρ 837,84 1524,5 12780000

b. Độ nhớt của dung dịch: lg µ hh = m1 lg µ1 + m2 lg µ 2 (theo “Sổ tay Quá trình và
thiết bị công nghệ hóa chất” , tập 1).
5


Theo nhiệt độ trung bình của dung dịch là 55,7oC, tra theo “Sổ tay Quá
trình và thiết bị công nghệ hóa chất” , tập 1 ta được:
µ C H = 0,43 Cp = 0,43.10 −3 N ⋅ s 2
6

m

6

µ CCl4 = 0,65 Cp = 0,65.10

−3

N .s

m2

Đổi nồng độ từ phần khối lượng thành nồng độ phần mol:
a1
M1

0,6

78
m1 =
=
= 0,75
a1
a2
0,6
0,4
+
+
78 154,4
M1 M 2
m2 = 1 − m1 = 1 − 0,75 = 0,25

Ở đây:M1 và M2 là khối lượng phân tử của các cấu tử
Thay vào công thức, ta có:
lg µ hh = 0,75 lg 0,43.10 −3 + 0,25 lg 0,65.10 −3 → µ hh = 0,477.10 −3 N .s
c. Hệ số dẫn nhiệt của dung dịch: λ = ACρ . 3

m2

ρ
(theo “Sổ tay Quá trình và thiết bị
M

công nghệ hóa chất” , tập 2)
Ở đây:

A = 4,22.10-8 (chất lỏng không kết hợp)
M = m1M1 +m2M2 là khối lượng phân tử của dung dịch

Vậy: M = 0,75.78 + 0,25.154,4 = 97,1
Thay các thông số vào, ta có:
λ = 4,22.10 −8.1480.1020.3

1020
= 0,1395 w
m.đô
97,1

d. Tính chuẩn số Pr của dung dịch: Pr =

Cµ 1480.0,477.10 −3
=
= 5,06
λ
0,1395

e. Tính chuẩn số Nu của dung dịch:
Nu = 0,21.ε . Re

(Với khí thì

0 ,8

. Pr

0 , 43

 Pr
.

 PrT





0, 25

= 0,021.1,03.10000 0,8.5,06 0, 43.1 = 72

Pr
≈ 1)
PrT

5. Tính 1 và 2
Để tính α1 và α2 cần giả thiết chênh lệch nhiệt độ giữa hơi có nhiệt độ t 1 và
thành ống có nhiệt độ tT1.
Tính q (đã biết Q nhưng chưa biết F)
- Giả thiết ∆t1 = t1 − tT 1 = 2 0 C( thường từ 1oCđến 4oC)
Vậy, tT1 = t1 - Δt1 = 108,7 - 2 = 106,7oC
- Hệ số cấp nhiệt phía hơi ngưng tụ:
6


 r 
α 1 = 2,04. A

 H .∆t 

0 , 25

 ρ 2 λ3 

; A = 
µ



 533,9.4190 
α 1 = 2,04.182,6.

 1,5.2 

0 , 25

0 , 25

= 10950 w

- Nhiệt tải riêng về phía hơi ngưng tụ:
q1 = α 1 .∆t1 = 10950.2 = 21900 w

m 2 .đô

m2

- Hiệu số nhiệt độ ở hai bề mặt thành ống:
∆t T = t T 1 − t T 2 = q1 .Σr , oC . Trong đó:
2
Σr = r1 + r2 + r3 là tổng nhiệt trở, m .đo

w

r1 và r2 là nhiệt trở của cặn ở hai phía của bề mặt ống. Tra ở “Sổ tay Quá trình và
thiết bị công nghệ hóa chất” , tập 2 ta có:
r1 = r2 =

2
1
= 0,172.10 −3 m .đô
w
5800

r3 là nhiệt trở của thành ống, tính theo công thức sau:
2
δ 0,0025
r3 = =
= 0,05.38.10 −3 m .đô . Trong đó:
w
λ
46,5
б là bề dày của ống, m
λ là hệ số dẫn nhiệt của thép, w/m.độ; tra ở “Sổ tay Quá trình và thiết bị công
nghệ hóa chất” , tập 2 ta có λ = 46,5 w m.đô
−3
−3
−3
−3
Vậy Σr = 0,172.10 + 0,172.10 + 0,05.38.10 = 0,398.10
−3

m 2 .đô

w

Và ∆tT = q1 .Σr = 21900.0,398.10 = 8,72 C
- Nhiệt độ thành ống ở phía dung dịch:
o

t T 2 = t T 1 − ∆t T = 106,7 − 8,72 ≈ 98 oC

- Hiệu số nhiệt độ giữa thành ống và dung dịch:
∆t 2 = t T 2 − t 2 = 98 − 55,7 = 42,3 oC

- Hệ số cấp nhiệt α2 phía dung dịch:
Nu.λ 72.0,1395
α2 =
=
= 304 w
d

0,33

m 2 .đô

- Nhiệt tải riêng từ thành ống đến dung dịch:
q 2 = α 2 .∆t 2 = 304.42,3 = 12860 w

m2
q1 − q 2 21900 − 12860

=
= 0,41 = 41%
So sánh sai lệch giữa q1 và q2:
q1
21900

Như vậy, q1 và q2 khác nhau nhiều vì giả thiết Δt1 = 2oC là chưa đúng, cần
giả thiết lại Δt1.
Giả thiết Δt1 = 1oC. Trình tự tính như lần giả thiết trước.
Vậy, tT1 = t1 - Δt1 = 108,7 - 1 = 107,7oC
- Hệ số cấp nhiệt phía hơi ngưng tụ:
7


 r 
α 1 = 2,04. A

 H .∆t 

0 , 25

 ρ 2 λ3 

; A = 
µ



 533,9.4190 
α 1 = 2,04.182,6.


 1,5.1 

0 , 25

0 , 25

= 12700 w

m 2 .đô

Ở đây:
A = 182,6 (tính hoặc tra theo “Sổ tay Quá trình và thiết bị công nghệ hóa chất” ,
tập 2). Trị số A phụ thuộc nhiệt độ màng nước ngưng, tra theo bảng sau:

- Nhiệt tải riêng về phía hơi ngưng tụ:
q1 = α 1 .∆t1 = 10950.1 = 12700 w

m2

- Hiệu số nhiệt độ ở hai bề mặt thành ống:
∆t T = t T 1 − t T 2 = q1 .Σr , oC
∆t = 12700.0,398.10 −3 = 5,05 oC

.

- Nhiệt độ thành ống ở phía dung dịch:
t T 2 = t T 1 − ∆t T = 107,7 − 5,05 = 102,2 oC

- Hiệu số nhiệt độ giữa thành ống và dung dịch:

∆t 2 = t T 2 − t 2 = 102,2 − 55,7 = 46,5 oC

- Nhiệt tải riêng từ thành ống đến dung dịch:
q 2 = α 2 .∆t 2 = 304.46,5 = 14140 w

m2
q1 − q 2 14140 − 12700
=
= 0,10 = 10%
So sánh sai lệch giữa q1 và q2:
q1
14140

Như vậy, q1 và q2 vẫn khác nhau (10%). Sau hai lần giả thiết Δt1 mà vẫn có
sai khác nhau giữa q1 và q2, ta dùng phương pháp đồ thị chéo q – t T1 giữa nhiệt tải
riêng q và nhiệt độ tường t T1 để xác định nhiệt tải riêng trung bình, từ đó xác định
được nhiệt độ của tường tT1.
Theo đồ thị, ta tìm được nhiệt tải riêng trung bình qtb = 14000 w/m2 và nhiệt
độ của tường tT1 = 107,55 oC. Từ tT1 = 107,55 oC ta tính lại như lần trước.
- Chênh lệch nhiệt độ giữa hơi có nhiệt độ t1 và thành ống có nhiệt độ tT1 là:
∆t1 = t1 − t T 1 = 108,7 − 107,55 = 1,15 oC

- Hệ số cấp nhiệt phía hơi ngưng tụ:
 533,9.4190 
α 1 = 2,04.182,6.

 1,5.1,15 

0 , 25

= 12300 w

- Nhiệt tải riêng về phía hơi ngưng tụ:
q1 = α 1 .∆t1 = 12300.1,15 = 14100 w

8

m2

m 2 .đô


- Hiệu số nhiệt độ ở hai bề mặt thành ống:
∆t T = t T 1 − t T 2 = q1 .Σr , oC
∆t = 12300.0,398.10 −3 = 5,62 oC

.

- Nhiệt độ thành ống ở phía dung dịch:
t T 2 = t T 1 − ∆t T = 107,55 − 5,62 = 101,93 oC

- Hiệu số nhiệt độ giữa thành ống và dung dịch:
∆t 2 = t T 2 − t 2 = 101,93 − 55,7 = 46,23 oC

- Nhiệt tải riêng từ thành ống đến dung dịch:
q 2 = α 2 .∆t 2 = 304.46,23 = 14080 w
So sánh sai lệch giữa q1 và q2:

m2

q1 − q 2 14100 − 14080
=
= 0,0014 = 0,1%
q1
14100

Như vậy, q1, q2 và qtb xấp xỉ nhau nên giả thiết ∆t1 = t1 − tT 1 = 1,15 0 C là
chính xác.
Ta lấy nhiệt tải riêng q theo trị số trung bình:
q=

q1 + q 2 14100 + 14080
=
= 14090 w 2
m
2
2

6. Tính mặt truyền nhiệt
Bề mặt truyền nhiệt F (m2) cần thiết để đun nóng dung dịch được tính theo
công thức:
F=

Q 130600
=
= 9,27 m 2
q 14090

II. Tính số ống n
Số ống n được tính theo công thức:

n=

F
9,27
=
= 55,5
π .d tb .H 3,14.0,0355.1,5

Dựa theo quy chuẩn, ta chọn n = 61 ống
Ở đây, d tb =

0,038 + 0,033
= 0,0355 m
2

Ta chọn cách bố trí ống trên vỉ ống theo hình lục giác hoặc hình tròn theo
bảng.

9


10


11


III. Tính số ngăn m
1. Vận tốc thực tế của chất lỏng wtt chảy trong 1 ống
Vận tốc thực tế của chất lỏng w tt chảy trong 1 ống là vận tốc tính theo các

kết quả tính được.
wtt =

G

=

6000
= 0,0314 m
s
3,14.0,033 2
3600.
⋅ 61 ⋅ 1020
4

π .d
⋅n⋅ρ
4
2. Vận tốc giả thiết của chất lỏng wgt chảy trong 1 ống
Vận tốc giả thiết của chất lỏng w gt chảy trong 1 ống là vận tốc tính theo giả
thiết ứng với Re = 10000. Như vậy, vận tốc theo giả thiết chính là vận tốc tới hạn
trên của chất lỏng (wth.tr).
w .d .ρ
Re .µ 10000.0,477.10 −3
Re = th.tr
= 10000 → wgt = wth.tr =
=
= 0,141 m
s
µ

d .ρ
0,033.1020
2

3. Số ngăn m
Số ngăn m được tính theo công thức:
m=

wgt
wtt

=

0,141
= 4,5
0,314

Ta lấy m = 5 ngăn.

12


IV. Tính đường kính thiết bị D
Đường kính của thiết bị xác định theo công thức:
D = t ( b − 1) + 4.d n

Ở đây: t = (1,25 − 1,5) d n
dn là đường kính ngoài của ống, m
b là số ống trên đường chéo của hình 6 cạnh (tra ở “Sổ tay Quá trình và thiết bị
công nghệ hóa chất” , tập 2). Theo quy chuẩn tra được b = 9 ống.

Ta lấy t = 1,26dn = 1,26.0,038 = 0,048 m.

13


Vậy đường kính trong của thiết bị: D = 0,048( 9 − 1) + 4.0,038 = 0,54 m
Một số hình vẽ :
1. Thiết bị chính
2. Mối ghép bích giữa thân thiết bị với đáy và nắp thiết bị
3. Mối ghép ống vào vỉ ống bằng phương pháp hàn
4. Cách bố trí ống trên vỉ ống theo hình 6 cạnh
5. Cách chia ngăn cho lưu thể đi trong ống.
6. Cửa hơi vào, nước ngưng ra.

14


Mối ghép thân với nắp (đáy) bằng bích

15


ĐỀ BÀI SỐ 2 (CÔ ĐẶC)
Một hệ thống cô đặc dung dịch đường hai nồi xuôi chiều, thiết bị loại ống
tuần hoàn trung tâm, năng suất 10 tấn/h tính theo dung dịch đầu. Nồng độ đầu của
dung dịch là 13% khối lượng, nồng độ cuối 56% khối lượng. Áp suất tuyệt đối của
hơi đốt nồi đầu là 2,5at và ở tháp ngưng tụ là 0,2at. Cho biết các số liệu theo bảng
sau:
Dung dịch
Ban đầu

Nồi 1
Nồi 2

NDR C,
kj/kg.độ
3,82
3,48
2,58

HSDN λ,
w/m.độ
0,482
0,363

KLR ρ, kg/m3 ĐN μ, N.s/m2
1070
1241

3,7.10-4
4.10-3

Xác định diện tích truyền nhiệt của mỗi nồi, biết diện tích truyền nhiệt hai nồi
bằng nhau.
Hướng dẫn các bước
I. Tính cân bằng vật liệu
1. Tính lượng hơi thứ bốc ra toàn hệ thống
W

 x 
 13 

= Gđ 1 − đ  = 100001 −  = 7680 kg
h
xc 
 56 


2. Tính lượng hơi thứ bốc ra trong mỗi nồi (giả thiết tỷ số phân phối hơi thứ
trong từng nồi w1:w2 = 1:1)
Vậy w1 = w2 = w/2 = 7680/2 = 3840 kg/h
3. Xác định nồng độ dung dịch trong từng nồi.
Nồi I
x1 =

Gđ x đ
10000.13
=
= 21,1%
Gđ − w1 10000 − 3840

Nồi II
x2 =

Gđ x đ
10000.13
=
= 56%
Gđ − w1 − w2 10000 − 7680

II. Tính cân bằng nhiệt lượng
1. Xác định áp suất và nhiệt độ mỗi nồi

Hiệu số áp suất của cả hệ thống là:

∆p = ∆p1 + ∆p 2
∆p1 = p1 − p 2 va ∆p 2 = p 2 − p n

16


Δp = p1 - pn = 2,5 - 0,2 = 2,3at
Ở đây: p1, p2 và pn là áp suất tuyệt đối của hơi đốt vào nồi 1, nồi 2 và áp
suất tuyệt đối của hơi thứ ở thiết bị ngưng tụ.
Giả thiết tỷ số phân phối áp suất giữa các nồi ∆p1:∆p2 = 1,5:1
Như vậy:
∆p.1,5 2,3.1,5
=
= 1,38 at
1,5 + 1
2,5
∆p 2 = p 2 − p n = ∆p − ∆p1 = 2,3 − 1,38 = 0,92 at
∆p1 = p1 − p 2 =

Ở đây: p2 là áp suất hơi đốt nồi 2
Dựa vào tỷ số phân phối áp suất ta xác định được nhiệt độ, áp suất của hơi
đốt và hơi thứ từng nồi theo bảng sau:
Loại hơi
Hơi đốt
Hơi thứ

Nồi I
P (at)

2,5
1,16

o

t ( C)
126,25
103,11

Nồi II
P (at)
1,12
0,211

Tháp ngưng tụ
P (at)
t (oC)
0,2
59,7
-

o

t ( C)
102,11
60,7

Các số liệu có trong bảng trên là do:
Nhiệt độ hơi đốt nồi sau bằng nhiệt độ hơi thứ nồi trước trừ đi 1oC, nhiệt độ
hơi thứ nồi cuối bằng nhiệt độ ở thiết bị ngưng tụ cộng thêm 1oC; p2 = p1-Δp và pnp2 = Δp2.

Từ áp suất 2,5at tra bảng có nhiệt độ tương ứng là 126,25oC
Từ áp suất 1,12at tra bảng có nhiệt độ tương ứng là 102,11oC
Từ áp suất 0,2at tra bảng có nhiệt độ tương ứng là 59,7oC
Từ nhiệt độ 103,11oC tra bảng ứng với áp suất là 1,16at
Từ nhiệt độ 60,7oC tra bảng ứng với áp suất là 0,211at
2. Xác định nhiệt độ tổn thất
a. Tổn thất nhiệt độ do nồng độ (Δ’)
Dùng phương pháp Tisenco để tính Δ’: ∆ ′ = 16,2.

Ts2
r

[ C]
o

Tra đồ thị phần phụ lục ta được Δ’ ở áp suất thường phụ thuộc vào nồng độ
như sau:
x, %
Δ’

21,1
0,416

Nồi I:
∆1′ = 0,416.16,2.

( 273 + 103,11) 2
2,258.10

6

56
3,16

[ ]

= 0,42 o C

Ở đây:
r = 2,258.106, j/kg là ẩn nhiệt hóa hơi của nước ở áp suất đã cho (1,16at)
17


T = (273+103,11), oK là nhiệt độ sôi của nước ở áp suất đã cho (1,16at)
Nồi II:
∆ ′2 = 3,16.16,2.

( 273 + 60,7 ) 2
2,36.10

6

[ ]

= 2,42 o C

Ở đây:
r = 2,36.106, j/kg là ẩn nhiệt hóa hơi của nước ở áp suất đã cho (0,211at)
T = (273+60,7), oK là nhiệt độ sôi của nước ở áp suất đã cho (0,211at)
Tổng tổn thất nhiệt độ do nồng độ ở hai nồi là:

Σ∆ ′ = ∆1′ + ∆ ′2 = 0,42 + 2,42 = 2,84

[ C]
o

b. Tổn thất nhiệt độ do áp suất thủy tĩnh (Δ’’)
Áp suất thủy tĩnh được xác định theo công thức:
ρg
h

∆pt =

 + ∆h  [ at ]
2.9,81.10 4  2


Trong đó: Δp là chênh lệch áp suất thủy tĩnh trung bình ở giữa ống truyền nhiệt
thẳng đứng so với trên mặt thoáng, at
h là chiều cao ống truyền nhiệt, m ; chọn h=2m.
Δh là chiều cao của lớp dung dịch từ trên miệng ống truyền nhiệt đến mặt
thoáng, m; thường lấy Δh=0,5m.
ρ là khối lượng riêng của dung dịch, kg/m3 ; thường lấy bằng 1/2 khối
lượng riêng của dung dịch vào.
Nồi I:
∆pt1 =

1070.9,81
2.9,81.10 4

2


 + 0,5  = 0,08 [ at ]
2


1241.9,81
2.9,81.10 4

2

 + 0,5  = 0,093 [ at ]
2


Nồi II:
∆pt 2 =

Từ Δp này ta suy ra áp suất và nhiệt độ sôi tương ứng của chất lỏng ở độ
sâu giữa ống, từ đó tính ra tổn thất nhiệt do áp suất thủy tĩnh.
Kết quả tính và tra được cho ở bảng sau:

Nồi I
Nồi II

Trên mặt dung dịch
p’, at
t’, oC
1,16
103,11
0,211

60,7

Ở độ sâu giữa ống
p, at
t, oC
1,24
105,03
0,304
68,97

Δ”=t-t’, oC
1,92
8,27

c. Tổn thất nhiệt độ do trở lực đường ống (Δ’’’)
Tổn thất nhiệt độ do trở lực từ nồi I sang nồi II là ∆ 1′′′ = 1o C
Tổn thất nhiệt độ do trở lực từ nồi II vào tháp nưng tụ là ∆ ′2′′ = 1o C
o
Tổng tổn thất nhiệt độ do trở lực ∑ ∆ ′′′ = 1 + 1 = 2 C

18


d. Tổng nhiệt độ tổn thất của toàn hệ thống

∑ ∆ = ∑ ∆ ′ + ∑ ∆ ′′ + ∑ ∆′′′ = 2,84 + 10,19 + 2 = 15,03

o

C

e. Tổng hiệu số nhiệt độ hữu ích của toàn hệ thống

∑ ∆t = t

hđ

− t n − ∑ ∆ = 126,25 − 59,7 − 15,03 = 51,52 o C

f. Xác định nhiệt độ sôi và hiệu số nhiệt độ hữu ích của từng nồi
- Nhiệt độ sôi của từng nồi: Bằng nhiệt độ của hơi thứ cộng thêm Δ’ vàΔ’’
Nồi I: t1 = 103,11 + 0,42 + 1,92 = 105,45 o C
Nồi I: t 2 = 60,7 + 2,42 + 8,27 = 71,39 o C
- Hiệu số nhiệt độ hữu ích của từng nồi: Bằng nhiệt độ hơi đốt trừ đi nhiệt độ sôi
trung bình (ở giữa ống truyền nhiệt).
∆t1 = 126,25 − 105,45 = 20,80 o C
∆t 2 = 102,11 − 71,39 = 30,72 o C

3. Cân bằng nhiệt lượng
a. Tra các thông số vật lý
Trên cơ sở giả thiết và tính được ở các phần trên ta được các số liệu về cân
bằng nhiệt cho ở bảng sau:
Nồi

Hơi đốt
t, C
I, j/kg
o

I

II
DD
đầu

126,25
102,11
-

2,72.106
2,68.106
-

Hơi thứ
t, C
i, j/kg
o

103,11 2,71.106
60,7
2,61.106
-

t sôi,
o
C
105,45
71,39
-

µ, Ns/m

0,37.10-3
4.10-3
-

Trong bảng này I, i tra bảng.
b. Viết phương trình cân bằng nhiệt lượng cho nồi 1
D1 I 1 + Gđ C o t o = w1i1 + ( Gđ − w1 ) C1t1 + D1Ct1 + Qtt1

c. Viết phương trình cân bằng nhiệt lượng cho nồi 2

19

2

Dung dịch
ρ,
C, j/kg.độ
3
kg/m
1070 3,48.103
1241 2,58.103
3,83.103

λ,
w/m.độ
0,482
0,363

D2 I 2 + ( Gđ − w )C1t1 = w2 i2 + ( Gđ − w )C 2 t 2 + D2 Ct 2 + Qtt2

Trong đó: w = w1+w2

Qtt1 = 0,05 D1 ( I 1 − Ct1 )

Qtt2 = 0,05 D2 ( I 2 − Ct 2 )
D2 = w1 ; C = 4190 j

kg.đô

d. Giải phương trình để tìm w1, w2 và D1
Kết quả:
w1 = 3830 kg/h
w2 = 3850 kg/h
D1 = 400 kg/h
e. So sánh với giả thiết ban đầu. Nếu sai số >5% thì phân phối lại hơi thứ.
3840 − 3830
⋅ 100 = 0,26%
3840
3850 − 3840
η2 =
⋅ 100 = 0,26%
3850

η1 =

Như vậy giả thiết về phân phối hơi thứ đã phù hợp
III. Tính bề mặt truyền nhiệt
1. Tính hệ số truyền nhiệt

qtb1
∆t1
qtb 2
Nồi 2 : k 2 =
∆t 2

Nồi 1 : k1 =

Trong đó : ∆t1 và ∆t2 là hiệu số nhiệt độ hữu ích của nồi 1 và nồi 2
qtb1 và qtb2 là nhiệt tải riêng trung bình của nồi 1 và nồi 2.
Biết các thông số vật lý của hơi đốt và hơi thứ của từng nồi ta tính hệ số
truyền nhiệt của từng nồi. Kết quả tính như sau:
K1 = 1160 w/m2.độ
K2 = 905 w/m2.độ
2. Tính lượng nhiệt cung cấp trong từng nồi
4000 ∗ 2,19.10 6
= 2,422.10 6 [ w]
3600
3830 ∗ 2,26.10 6
= 2,4.10 6 [ w]
Nồi II: Q2 = w1 r2 =
3600

Nồi I: Q1 = D1 r1 =

20


Trong đó: r1 và r2 là ẩn nhiệt hóa hơi, j/kg
3. Xác định nhiệt số nhiệt độ hữu ích phân phối trong từng nồi

Nồi I:
∆t1 =

Q1
Σ∆t
2,422.10 6
51,52
⋅
=
⋅
= 22,62 o C
6
6
Q
Q
K1
1160
2,422.10
2,4.10
1
+ 2
+
K1 K 2
1160
905

Q2
Σ∆t
2,4.10 6
51,52

∆t 2 =
⋅
=
⋅
= 28,9 o C
6
6
K 2 Q1 Q2
905
2,422.10
2,4.10
+
+
K1 K 2
1160
905

4. So sánh với giả thiết ban đầu. Nếu sai số >10% thì phân phối lại áp suất
22,62 − 20,8
⋅ 100 = 8%
22,62
30,72 − 28,9
η2 =
⋅ 100 = 6%
30,72

η1 =

Như vậy, giả thiết về phân phối Δp đã phù hợp. Nếu sai số quá 10% thì
chứng tỏ giả thiết phân phối Δp chưa phù hợp. Khi đó phải tính lại, khi tính lại có

thể dựa vào trị số Δt vừa tính được để giả thiết.
5. Xác định bề mặt truyền nhiệt

[ ]

F1 =

Q1
2,422.10 6
=
= 92 m 2
K 1 ∆t1 1160 .22,62

F2 =

Q2
2,4.10 6
=
= 91 m 2
K 2 ∆t 2 905.28,9

[ ]

Lấy bề mặt truyền nhiệt mỗi nồi là 92m2, chưa kể đến hệ số an toàn

21